多管程浮头法兰程间流通面积计算.pdf

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静设备石油化工设备技术，2015，36(1)·12·Petro—ChemicalEquipmentTechnology多管程浮头法兰程间流通面积计算杨良瑾(中国石化工程建设有限公司，北京100101)摘要：浮头法兰是浮头式换热器中重要的受压元件。文章对多管程浮头法兰程间流通面积的计算进行了推导，首次给出了GB151标准中列出的所有管程分程形式下的球冠形封头浮头盖程问流通面积的计算公式，实现了GB151标准要求的计算方法，并给出了在此要求下的浮头法兰厚度计算公式；通过算例发现。通用现行软件的浮头法兰计算结果可能无法满足GB151标准中有关程间流通面积“1．3”倍的要求，并考证了文献[31方法的可行性。关键词：球冠形封头多管程浮头式换热器程间横跨流通面积浮头法兰厚度GB15ll999(以下简称“标准”)中规定：1．2浮头盖程间流通面积要求的法兰厚度’“多管程的浮头盖，其最小内侧深度应使相邻管程浮头盖的程问流通面积要求是影响浮头法兰之间的横跨流通面积至少等于每程换热管流通面厚度的因素之一。在浮头盖的球冠形封头内半径积的1．3倍。单管程的浮头盖，其接管中心处最确定的条件下，有时需通过增加浮头法兰的厚度小内侧深度为接管内径的三分之一”。在工程以满足流通面积规定的要求。而文献【3】最早给设计lf]，发现当执行上述要求时，标准中并未给出出了按双管程浮头盖程问流通面积1．3倍要求的具体的汁算公式。下面将就如何计算各种管程分法兰厚度计算公式(其中流通面积之比取1．3)：形式下浮头盖的程问流通面积进行讨论。／o．65At—Af)l．r＼一9流一＼———■—一十—2co—s／?~一L／1最小程间横跨流通面积1．1横跨流通面积式中：A一一()×所谓浮头盖管程之间的横跨流通面积是图1中交义线部分的面积“。如四管程时，换热管分1．3最小程间横跨流通面积的计算为“、b、d四部分，设换热管的内径为d，每程对于GB15l标准中所列出的多管程浮头式换热管数为：N⋯N．．、N、NX—X，Z～Z为流换热器的浮头法兰，可根据管程数和分程隔板布体进行折流的部分。则满足标准的条件为：置结构形式的不同，应分别对相应的横跨流通面X—X面的截面积(A—A)截面≥积进行计算，同时可得出为满足浮头盖间流通面积要求的不同的法兰厚度公式。mx{1．3l7d．X小．31私1}1．3．1球冠形封头上流通截面积计算公式Z—面的截面积(A～A)截面≥经过对GB151中14种管程(单管程除外)分程形式的后端隔板分析，发现对于浮头盖球冠x1．3f，1．32i}形封头结构的后端管箱，其封头处所有流通截面形式可归纳为3种基本类型，分别定义为全弓形(见图2)、弓形局部A1、弓形局部A2(或一半)|、＼、、|，■l收稿日期：201406—16。j／,作者简介：杨良瑾，男，1998年毕业于北京化工大学化工过—／程机械专业，工学硕士，现在设备二室从事压力容器设计工作，高级工程师。图I横跨流通面积示意Email：yanglj．sei@sinopec．corn。 第36卷第1期杨良瑾．多管程浮头法兰程间流通面积计算(见图3)。全部14种结构型式的流通面积最终H——忌一k截面至法兰中心线距离，mm。都可根据具体结构取不同参数，通过3个基本类2)弓形上由H定位尺寸决定的分割区域型面积计算公式组合进行计算。A、A的面积A。区域面积：A2一RH—R。kcos／?HH+2Rk(cosflH—cosflk)H(2)，一一／l＼A区域面积：，Il|／A一(Ak—Az)／2(3)式中：H——A区域相对应的定位距离，mm；——A。区域曲面所对应夹角的一半，(rad)，PH=asin)。1．3．2程间流通面积和相应法兰计算公式一＼玩，一对于图4所示8管程结构，球冠形封头浮头法兰端需考虑流通截面分别是：1—2；3—4；5—6；7—8共4个截面。但考虑换热管通常对称布置，1—2与7—8，3—4与5—6截面形状相同，故一般只需计算2个截面1—2和3—4。图2球冠形封头上七一截面的弓形面积示意／@@＼毋I／出一图48管程分程形式1)对于1—2截面，其截面形状与“弓形区域A”相同，故由公式3计算，其流通面积A一A，其中H一H，H—H；如图5所示，相应法兰厚度：图3弓形上区域A，、A2的区域面积示意一2(+)㈩3种基本类型的面积计算公式如下：其中，一(Dk～2H)／e。1)球冠形封头上任意偏心H截面处k—k的全弓形面积k一是截面处弓形区域面积：Ak—Rk—Rikcos／~k×Dik(1)-式中：R，k——是一忌截面处弓形曲面的半径，mmR，k一,／R一HJ9——是一k截面处弓形对应夹角的一半，图5浮头法兰结构尺寸示意(rad)一n＼0．SDik)2)对于3—4截面，其截面形状与“弓形区域A。”的一半相同，故由公式2，取流通面积A一D．k——尼一是截面处弓形的弦长，mm；Az／2，其中H一H，H—H；相应法兰厚度见式(4)，其中w—H；一2√譬一S—m式中符号说明：D。——浮头法兰内直径，mm；——浮头法兰由程间流通面积要求的最R，——球冠形封头内半径，rnm；小厚度，mm； 第36卷第1期刘学．隔膜式计量泵精度选型的优化探讨·21·提升的作用有限，且如果需要备泵，投资和运行成通并征得同意后，在某2O万t／a聚丙烯装置中，本迅速增加；而方案2和方案3效果更加明显，其率先采用了方案4的设计，A泵额定流量为50中方案2从理论上更适用于小流量工况，2台泵L／h，选配驱动机为0．37kW；B泵额定流量为互备，而在大流量工况下生产除了没有备用，还要100L／h，选配驱动机为1．1kW；目前装置已经中面对可能出现的流量脉动叠加问题。方案3的效交，单机试车早已完成，该设备运行平稳，且在减果是各方案中最好的，但投资也相应增加，甚至可少投资、占地的同时较好地解决了原设计存在的以叠加方案1，即采用变频驱动的双头泵。这是问题。该设计选型方案也将在今后其他类似装置技术上的最优解，但综合考虑投资运行成本和可和设备的选型、运行中得到更多的验证。靠程度，方案4是最简便易行、投资和风险较小且效果明显的方案，若用于以原选型方案为基础的改造项目，优势更加明显。参考文献：综上所述，对于工程设计和应用上的优化改[1]杨占国．计量泵计量精度计算的探讨[J]．计量技造，方案4是比较稳妥、更符合技术经济学分析的术，1989，6(11)：42—43．选择。[2]PositiveDisplacementPumps—ControlledVolume当然，方案4也有其固有的缺陷，如2台泵forPetroleum，Chemical，andGasIndustryServices均无备用泵，在出现需要停车的故障时，只能改rC]．2ndEdition，AmericanPetroleumInstitute，1994．变全装置工况，生产另一类产品；但对于稳定运E3]李云，姜培正．过程流体机械[M]．2版．北京：化学行的装置，由于库存等因素，对连续生产的要求工业出版社。2008：15．并不很高，在出现这类故障时也可以有时问排除[4]潘政广．高精度隔膜计量泵的研究[J]．流体机械，直至更换。另外，随着机械工业和化学工业的技1994，1(1)：1—5．术发展进步，设备的可靠性也在提高，无备用设[5]鲍惠梅，张生昌．计量泵自重球阀滞后对计量精度备的状况，在其他条件允许的前提下，也并非不影响的分析[J]．通用机械，2007，4(11)：45—48．可接受。[6]王愈越．高压加氢装置计量泵选型方案比较[J]．炼笔者作为设计人，在与工艺专业、最终用户沟油技术与工程，1994，1(11)：42—43．(上接第17页)“1．3”倍的要求。从表3中可以看出，对于序号1，3两种情况，3)文献[31中给出的公式，除极个别程间外计算结果完全相同。除序号7，8相差较大。对于均满足横跨流通面积在“1～1．3”倍的要求。结合序号4，5，6，10，11，13，16，文献[31计算结果可确TEMA标准，鉴于换热器程间流体阻力降对整个认其K值在1．1～1．3。对于其他情况，文献[31管程液体阻力降影响很小的换热器来说，取横跨的结果是完全可以满足表1中的计算结果，即满流通面积在“1～1．3”倍是可取的，为此文献[31方足K—1．3的要求。法适用于工程设计。2结语1)根据多管程浮头式换热器球冠形封头不参考文献：同隔板分程处流通面积结构的不同，本文给出E1]GB1511999管壳式换热器Is]．GB151中列出的所有分程形式下浮头盖程问流[2]GB1511999管壳式换热器标准释义Is]．通面积要求的计算公式及相应法兰厚度计算公E3]桑如苞．浮头法兰的合理设计[J]．石油化工设备技式，解决了实现GB151标准要求的计算方法。术，2002，23(4)：5-10．2)从实例不难看出，浮头法兰的设计，根据[4]STANDARDSOFTHETUBULAREXCHANG—现有通用软件的浮头法兰计算结果，可能无法满ERMANUFACTURESASS0CIAT10NrS]．足GB151标准中对浮头盖分程横跨流通面积NINTHEDITION。2007．